EP4477644A1 - Verfahren zur herstellung einer carbonsäure oder deren salz durch alkoxycarbonylierung von di-isobuten mit vorheriger destillation und anschliessender hydrolyse - Google Patents

Verfahren zur herstellung einer carbonsäure oder deren salz durch alkoxycarbonylierung von di-isobuten mit vorheriger destillation und anschliessender hydrolyse Download PDF

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EP4477644A1
EP4477644A1 EP23179195.5A EP23179195A EP4477644A1 EP 4477644 A1 EP4477644 A1 EP 4477644A1 EP 23179195 A EP23179195 A EP 23179195A EP 4477644 A1 EP4477644 A1 EP 4477644A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
trimethylpent
ene
stream
alkoxycarbonylation
process according
Prior art date
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Pending
Application number
EP23179195.5A
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English (en)
French (fr)
Inventor
Peter Kucmierczyk
Robert Franke
Anna Chiara SALE
Dirk Fridag
Ana Markovic
Armin Matthias RIX
Maren TERMÜHLEN
Laura-Selin HARDING
Jan Benedikt Metternich
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Evonik Operations GmbH
Original Assignee
Evonik Oxeno GmbH and Co KG
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
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Priority to US18/739,485 priority patent/US20240417361A1/en
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Priority to CN202410760927.9A priority patent/CN119143592A/zh
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    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation

Definitions

  • the present invention relates to a process for preparing a carboxylic acid or its salt by hydrolysis or saponification of an ester which is formed by alkoxycarbonylation of diisobutene.
  • the diisobutene stream used in the alkoxycarbonylation is subjected to distillation before the alkoxycarbonylation in order to enrich 2,4,4-trimethylpent-1-ene in the stream to be alkoxycarbonylated.
  • the alkoxycarbonylation is carried out with an alcohol and carbon monoxide in the presence of a homogeneous catalyst system which comprises at least one metal from group 8 to 10 of the Periodic Table of the Elements or a compound thereof, a phosphorus-containing ligand and an acid.
  • the production of carboxylic acids in industrial chemistry is mainly carried out via hydroformylation to produce an aldehyde with subsequent oxidation of the aldehyde to the carboxylic acid.
  • hydroformylation involves the use of catalyst systems containing transition metals, which are usually expensive or have to be produced at great expense.
  • Another problem is the formation of by-products both in the hydroformylation and in the downstream oxidation process, which can be observed even when no catalyst is used and/or the reaction conditions are comparatively mild.
  • Another problem is the increased need for safety equipment during the oxidation of aldehydes, since in this step oxygen in pure form or through air is added to the organic reaction mixture. The explosive atmosphere created by this must be monitored and controlled separately and with difficulty.
  • Diisobutene is a technically relevant product obtained by dimerization of isobutene.
  • Diisobutene consists of the isomers 2,4,4-trimethylpent-1-ene (hereinafter also: TMP1) and 2,4,4-trimethylpent-2-ene (hereinafter also: TMP2) with a mass distribution TMP1:TMP2 of about 78:22 to 81:19 (equilibrium distribution). This mixture can be converted into higher-value products in carbonylation processes, among other things.
  • the internal olefin TMP2 has a significantly lower reactivity than the terminal olefin TMP1. Often, reaction conditions or residence times in these carbonylation reactions cannot be adjusted to ensure complete reaction of the terminal TMP2 due to the lack of stability of the catalysts or due to economic factors (e.g. reactor size).
  • the object of the present invention was therefore a process for preparing a carboxylic acid or its salt which does not have the aforementioned problems.
  • the alkoxycarbonylation should be carried out with diisobutene streams which have a high proportion of 2,4,4-trimethylpent-1-ene.
  • an alternative synthesis route for preparing a carboxylic acid or its salt should be obtained, with which the desired carboxylic acids or their salts can be obtained relatively easily.
  • One advantage of the process is the distillation of the diisobutene stream before the alkoxycarbonylation, because this allows the proportion of 2,4,4-trimethylpent-1-ene in the top stream of the at least one distillation column to be increased compared to the stream used. It is thus possible to achieve proportions of more than 85% by weight, preferably more than 90% by weight, particularly preferably more than 95% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene in the stream, which is advantageous for the downstream alkoxycarbonylation due to the higher reactivity of 2,4,4-trimethylpent-1-ene.
  • Step a of the process according to the invention relates to the distillation of a diisobutene stream which contains 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene.
  • the diisobutene stream is separated into at least one top stream which is enriched in 2,4,4-trimethylpent-1-ene compared to the diisobutene stream used and which preferably contains more than 85% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene, more preferably more than 90% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene, particularly preferably more than 95% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene, and a residual stream which is depleted in 2,4,4-trimethylpent-1-ene compared to the diisobutene stream used.
  • the diisobutene stream used in step a contains 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene.
  • Such streams can be diisobutene streams which can be prepared by dimerization from isobutene or isobutene-containing hydrocarbon mixtures, for example as described in EP 1 360 160 B1
  • the streams to be used here can arise as unreacted residual streams in carbonylation processes, for example in methoxycarbonylation or in hydroformylation. It has already been mentioned that the feed stream can be fed to isomerization and/or distillation.
  • the designation of steps a. and b. in the present claim therefore does not represent a prioritization or chronology. It is understood that both steps must be carried out and that the individual steps are fed from the other step. Which step is considered to be carried out first is therefore irrelevant.
  • the distillation in step a of the process according to the invention is carried out in at least one distillation column.
  • Distillation columns are known in principle to the person skilled in the art.
  • the distillation unit of the present invention preferably comprises at least one distillation column, particularly preferably at least two distillation columns. The following description of features of the distillation column always also applies in the case where more than one distillation column is present in the distillation unit.
  • the at least one distillation column preferably has internals to accomplish the separation task. Corresponding internals are familiar to the person skilled in the art. Particularly suitable here are random packings or structured packings, as known to the person skilled in the art under trade names such as MellaPak ® , MellapakPlus ® , Flexipac ® etc.
  • the at least one distillation column comprises at least 50 theoretical separation stages, preferably at least 70 theoretical separation stages, particularly preferably at least 90 theoretical separation stages. If there are two or more distillation columns, the distillation columns can have an identical or a different number of theoretical separation stages.
  • the operating parameters of the at least one distillation column are based on the separation task and the design of the distillation column.
  • the at least one distillation column is operated at reduced pressure, particularly preferably at a pressure of 0.2 to 0.9 bar.
  • reduced pressure is always present when work is carried out below the ambient pressure of approx. 1 bar, i.e. the atmospheric pressure at the respective location. If there are two or more distillation columns, the distillation columns can be operated at the same or at different pressures.
  • the temperature in the bottom of the at least one distillation column is in the range from 50 to 100 °C. If two or more distillation columns are present, the distillation columns can be operated at the same or at different temperatures.
  • the reflux ratio means the ratio of reflux (recyclate) to distillate (condensate removed, in this case the top stream K).
  • the reflux is therefore a condensed part of the top stream that is returned to the distillation column.
  • the reflux ratio of the at least one distillation column during the distillation in step a. is in the range from 5 to 15.
  • the distillation according to the invention in step a produces a top stream in the at least one distillation column which preferably contains at least 85% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene, more preferably at least 90% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene, particularly preferably at least 95% by weight of 2,4,4-trimethylpent-1-ene. Furthermore, the distillation produces a residual stream which is depleted in 2,4,4-trimethylpent-1-ene compared to the diisobutene stream used.
  • the residual stream additionally produced during the distillation in step a can be removed as a bottom stream or as a side stream from at least one distillation column. If two distillation columns are present, the residual stream, regardless of whether it is removed as a side stream or bottom stream, will be produced in the last distillation column. If the residual stream is removed as a side stream, it can in principle be arranged at the same height or below the inlet for the di-isonbutene stream used. It is understood that the inlet and outlet must be arranged sufficiently spaced apart from one another.
  • the residual stream, regardless of whether it is removed as a side stream or bottom stream preferably contains 80 to 92% by weight of 2,4,4-trimethylpent-2-ene.
  • a purge stream is preferably removed from the residual stream, which contains high boilers formed during the isomerization, e.g. dimers or oligomers of 2,4,4-trimethylpent-2-ene and/or 2,4,4-trimethylpent-1-ene.
  • the high boilers separated off can be burned to generate energy or subjected to hydrogenation in order to produce valuable alkanes therefrom.
  • a stream will preferably be obtained in the bottom of the at least one distillation column which contains the high boilers formed during the isomerization, e.g. dimers or oligomers of 2,4,4-trimethylpent-2-ene and/or 2,4,4-trimethylpent-1-ene.
  • the high boilers separated off can be burned to generate energy or subjected to hydrogenation in order to produce valuable alkanes therefrom.
  • Distillation columns are known to be heated in the bottom in order to be able to handle the separation task. It is possible to supply energy via heating steam, which is often available at chemical production sites. For this purpose, part of the bottom is led through a heat exchanger (bottom evaporator), heated there and then led back into the bottom of the distillation column.
  • heat integration can be provided during distillation in step a. Heat integration means that energy that is generated or present within the process is used elsewhere. In this case, the (released) Condensation energy which occurs at the top of at least one distillation column of the distillation unit.
  • heat integration is carried out in such a way that at least part of the condensation energy at the top is used to heat the bottoms.
  • vapor compression in which at least part of the vapor (head stream) is compressed, i.e. brought to a higher pressure level, and optionally heated.
  • the vapor compressed and optionally heated in this way is fed to the heat exchanger (bottom evaporator) in order to heat the bottom.
  • the condensation heat of the vapor is used for this purpose.
  • Heat pumps are operated with a working medium, e.g. n-butane or water.
  • the condensation energy is first transferred to a working medium in a heat exchanger and from there to the sump in the distillation in another suitable heat exchanger.
  • the working medium is usually fed to the heat exchanger in the sump via a compressor.
  • two-stage or multi-stage heat pumps that have more than one compressor stage. With a two-stage heat pump, there is not just one working medium, but two working media, with an energy exchange also taking place between the first and second working media in a heat exchanger. With multi-stage designs, there are correspondingly more working media.
  • the top stream obtained from the distillation in step a is fed to the subsequent step b of the alkoxycarbonylation and reacted there.
  • the residual stream also obtained from the distillation in step a is, according to a preferred embodiment, led to an isomerization in which 2,4,4-trimethylpent-2-ene is at least partially isomerized to 2,4,4-trimethylpent-1-ene using a heterogeneous catalyst based on a zeolite or an ion exchange resin.
  • the isomerization can therefore be carried out with the residual stream which is depleted in 2,4,4-trimethylpent-1-ene compared to the diisobutene stream used in step a and is taken from the distillation in step a.
  • Carrying out an isomerization before the distillation in step a has the advantage that a heterogeneous catalyst system is used. Such a catalyst system does not have to be separated from the isomerization stream and remains in the reaction vessel or reactor. With the catalyst systems preferred according to the invention based on a zeolite or an ion exchange resin, high conversions can also be achieved.
  • the isomerization can basically be carried out in any suitable reactor. It is possible that the isomerization is carried out in a single reactor or in several parallel or in series switched reactors. It is also possible to carry out the process in batches or in continuous operation.
  • the isomerization is preferably carried out in one or more continuously operating reactors, which are usually used for solid/liquid contact reactions. When using continuously operating flow reactors, a fixed bed is usually, but not exclusively, used. If a fixed bed flow reactor is used, the liquid can flow upwards or downwards. In most cases, downward flow of the liquid is preferred. It is also possible to operate the reactor with product recirculation or in a straight pass. Another concept to fixed bed reactors is, for example, reactors in which the ion exchanger or zeolite is suspended in a liquid phase.
  • Tubular reactors or tube bundle reactors particularly those with internal tube diameters of 10 to 60 mm, can be used as reactors for isomerization.
  • the ratio of length to diameter of the catalyst bed can be varied, either by the geometric dimensions of the reactor or by its filling level. With the same contact quantity and load (LHSV), different empty tube velocities can thus be achieved and the heat transfer to the cooling medium can be specifically influenced.
  • LHSV contact quantity and load
  • the cooling of the tubes of the reactor can be carried out using a cooling medium (e.g. cooling water or a heat-absorbing process fluid for heat integration) via the jacket space of the reactor or a heat exchanger in an external recycle.
  • a cooling medium e.g. cooling water or a heat-absorbing process fluid for heat integration
  • the jacket side is designed in such a way that a temperature gradient that is as homogeneous as possible is applied to all tubes.
  • the technical measures required for this are known to the person skilled in the art and are described in the literature (installation of baffles, disc-on-donut design, feeding/removing the heat transfer medium at different points in the reactor, etc.).
  • the reaction medium and heat transfer medium are preferably fed in cocurrent, particularly preferably from top to bottom through the reactor tubes or the reactor jacket.
  • a preferred embodiment is, for example, in DE 10 2006 040 433 A1 described.
  • the isomerization of 2,4,4-trimethylpent-2-ene to 2,4,4-trimethylpent-1-ene is exothermic, i.e. it releases energy, which leads to heating of the reaction mixture.
  • the feed stream can be diluted, for example by recycling product.
  • the reactor(s) used in the isomerization can be operated adiabatically, polytropically or practically isothermally. Practically isothermal means that the temperature at any point in the reactor is a maximum of 10°C higher than the temperature at the reactor inlet. When the reactors are operated adiabatically, it is usually advisable to operate several reactors in series. and to provide cooling between the reactors. Reactors that are suitable for polytropic or practically isothermal operation are, for example, the tube bundle reactors already mentioned, but also stirred tank and loop reactors.
  • the process can be carried out at relatively mild temperatures.
  • the isomerization is preferably carried out at a temperature of 25 to 90 °C, preferably 30 to 80 °C, particularly preferably 35 to 70 °C.
  • the isomerization according to the invention can be carried out at a pressure equal to or greater than the vapor pressure of the feed stream mixture and/or the reaction mixture at the respective reaction temperature, preferably at a pressure of more than 0 bar but less than 40 bar.
  • the isomerization is preferably carried out in the liquid phase. It should be clear that in this case the pressure and temperature must be selected so that the feed stream is or can be in the liquid phase.
  • different catalysts based on a zeolite or an ion exchange resin can also be used during isomerization.
  • a mixture of ion exchange resins with different reactivity can be used.
  • a reactor it is also possible for a reactor to contain catalysts with different activities, which are arranged in layers, for example. If more than one reactor is used, the individual reactors can be filled with the same or different catalyst(s) based on a zeolite or an ion exchange resin.
  • a catalyst based on a zeolite or an ion exchange resin can be used as a heterogeneous catalyst in the isomerization.
  • Corresponding zeolites and ion exchange resins are available in large numbers on the market. It has been shown that the catalyst based on a zeolite preferably has a Si:Al ratio in the range from 40:1 to 200:1. It has also been shown that the styrene-divinylbenzene type is particularly suitable as a catalyst based on an ion exchange resin in H form and in partially neutralized form.
  • the catalyst is a zeolite
  • some zeolites have proven to be particularly advantageous, for example beta and gamma zeolites.
  • the zeolite is therefore preferably selected from the group consisting of Z-beta-H-25, Z-beta-H-38, Z-beta-H-360, Z-Mor-H-20, Z-Y-H-60, Z-Y-H-80, Z-beta-H, Z-CFG-1, Z-beta-ammonium-38, Z-CBV 760 CY (1.6), Z-CBV 780 CY (1.6), CP 814E CY (1.6), CBV 500 CY (1.6), H-CZB-150 and mixtures thereof.
  • Ion exchange resins that can be used are, for example, those produced by the sulfonation of phenol/aldehyde condensates or by the sulfonation of copolymers of aromatic vinyl compounds.
  • Aromatic vinyl compounds for the production of the copolymers are: styrene, vinyltoluene, vinylnaphthalene, vinylethylbenzene, methylstyrene, vinylchlorobenzene, vinylxylene and divinylbenzene.
  • Ion exchange resins which are produced by the sulfonation of copolymers which are formed by reacting styrene with divinylbenzene are particularly preferably used for the isomerization.
  • the ion exchange resins can be produced in gel form, macroporous or sponge form. The properties of these resins, in particular specific surface area, porosity, stability, swelling or shrinkage and exchange capacity, can be varied by the production process.
  • Ion exchange resins of the preferred styrene-divinylbenzene type are sold under the following trade names, among others: CT 151 and CT275 from Purolite, Amberlyst ® 15, Amberlyst ® 35, Amberlite ® IR-120, Amberlite ® 200 from Rohm&Haas, Dowex M-31 from DOW, LEWATIT ® K 2621, LEWATIT ® K 2431 from Lanxess.
  • the pore volume of the ion exchange resins that can be used as catalysts, in particular of the preferred styrene-divinylbenzene type, is preferably 0.3 to 0.9 ml/g, particularly preferably 0.5 to 0.9 ml/g.
  • the pore volume can be determined, for example, using adsorptive techniques.
  • the grain size of the ion exchange resins is preferably from 0.3 mm to 1.5 mm, particularly preferably 0.5 mm to 1.0 mm.
  • the grain size distribution can be selected to be narrower or wider. For example, ion exchange resins with a very uniform grain size (monodisperse resins) can be used.
  • the ion exchange resins that can be used as catalysts in the isomerization can be partially neutralized ion exchange resins.
  • the ion exchange resin can be treated with acids or bases, as described in the EP 1 360 160 B1 described.
  • an isomerization stream is obtained in which the proportion of 2,4,4-trimethylpent-2-ene is lower and the proportion of 2,4,4-trimethylpent-1-ene in the isomerization stream is higher than in the residual stream used.
  • the isomerization stream can be at least partially fed to the distillation in step a, preferably the isomerization stream is fed completely to the distillation in step a.
  • the process may further comprise supplying a feed stream to the process.
  • the feed stream to the process containing 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene may be passed to the distillation unit in step a in addition to the isomerization stream and/or to the isomerization residue stream.
  • the flexible supply of the feed stream is advantageous. This means that the process can be adapted to the respective conditions, for example depending on the feed stream used. If the proportions of 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene in the feed stream are close to the equilibrium distribution, the stream can be fed directly to distillation. If the proportions of 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene in the feed stream deviate from the equilibrium distribution, the stream could first be fed to isomerization. Installation in existing production plants is therefore possible in a simple manner, depending on the composition of the feed stream.
  • the overhead stream obtained from the distillation in step a is, as mentioned, fed to the subsequent alkoxycarbonylation step b and reacted there.
  • the diisobutenes i.e. 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene, are reacted with carbon monoxide (CO) and an alcohol in step b to form an ester.
  • CO carbon monoxide
  • the number of carbon atoms in the ester increases by 1 carbon atom from the carbon monoxide and by the number of carbon atoms of the alcohol used compared to the diisobutene used.
  • the diisobutenes (8 carbon atoms) therefore form an ester with 9 carbon atoms in the acid part of the ester plus the carbon atoms of the alcohol in the alcohol part of the ester.
  • the carbon monoxide can be provided in step b directly as a feed mixture or by adding a carbon monoxide-containing gas selected from synthesis gas, water gas, generator gas and other carbon monoxide-containing gases. It is also possible to provide the carbon monoxide by first separating the carbon monoxide-containing gas into its components in a manner known to the person skilled in the art and then passing the carbon monoxide to the reaction zone.
  • the carbon monoxide can also contain a certain proportion of hydrogen or other gases, because complete separation is hardly possible.
  • the alcohol used in the reaction in step b is preferably a monohydric alcohol with 1 to 4 carbon atoms, in particular methanol, ethanol, propanol or butanol. This then gives the esters with the chain length corresponding to the alcohol used.
  • methanol for example, the methyl ester is formed.
  • the alcohol used in step b preferably the monohydric alcohol having 1 to 4 carbon atoms, in particular methanol, ethanol, propanol or butanol, is used in a molar ratio to the total amount of all diisobutenes, alcohol:diisobutenes in a range from 10:1 to 1:1, preferably 8:1 to 1.5:1, particularly preferably 7:1 to 2:1.
  • the Alcohol is thus added - based on the diisobutenes used - at least in an identical molar amount, but preferably in a molar excess.
  • the reaction according to the invention in step b is carried out in the presence of a homogeneous catalyst system which comprises at least one metal from group 8 to 10 of the Periodic Table of the Elements (PSE) or a compound thereof, a phosphorus-containing ligand and an acid as co-catalyst.
  • a homogeneous catalyst system which comprises at least one metal from group 8 to 10 of the Periodic Table of the Elements (PSE) or a compound thereof, a phosphorus-containing ligand and an acid as co-catalyst.
  • the content of the metal from group 8 to 10 of the Periodic Table of the Elements, in particular palladium, in the reaction solution in the alkoxycarbonylation in step b is preferably 100 to 500 ppm, more preferably 150 to 450 ppm, particularly preferably 180 to 350 ppm.
  • the metal from group 8 to 10 of the PSE is preferably palladium.
  • the palladium is preferably used in the form of a precursor compound as a palladium compound which is coordinated by the phosphorus-containing ligand.
  • Examples of palladium compounds that can be used as precursors are palladium chloride [PdCl 2 ], palladium(II) acetylacetonate [Pd(acac) 2 ], palladium(II) acetate [Pd(OAc) 2 ], dichloro-(1,5-cyclooctadiene)palladium(II) [Pd(cod) 2 Cl2], bis(dibenzylideneacetone)palladium(0) [Pd(dba) 2 ], tris(dibenzylideneacetone)dipalladium(0) [Pd 2 (dba) 3 ], bis(acetonitrile)dichloropalladium(II) [Pd(CH 3 CN) 2 Cl
  • the compounds [Pd(acac) 2 ] or [Pd(OAc) 2 ] are used.
  • the metal concentration of palladium in step b is preferably between 0.01 and 0.6 mol%, preferably between 0.03 and 0.3 mol%, particularly preferably between 0.04 and 0.2 mol%, based on the amount of hydrocarbon used.
  • Suitable phosphorus-containing ligands of the catalyst system according to the invention preferably have a bidentate structure.
  • Preferred phosphorus-containing ligands for the catalyst system according to the invention are benzene-based diphosphine compounds, as described, for example, in EP 3 121 184 A2 are disclosed.
  • the ligands can be combined with the palladium in a preliminary reaction so that the palladium-ligand complex is fed to the reaction zone, or added to the reaction in situ and combined there with the palladium.
  • the molar ratio of ligand:metal for the described reaction in step b can be 1:1 to 10:1, preferably 2:1 to 6:1, particularly preferably 3:1 to 5:1.
  • the homogeneous catalyst system further comprises an acid, which is in particular a Brönsted acid or a Lewis acid.
  • the Lewis acid used is preferably aluminum triflate, aluminum chloride, aluminum hydride, trimethylaluminum, tris(pentafluorophenyl)borane, boron trifluoride, boron trichloride or mixtures thereof.
  • aluminum triflate is preferably used.
  • the Lewis acid is preferably added in a Lewis acid:ligand molar ratio of 1:1 to 20:1, preferably 2:1 to 15:1, particularly preferably 5:1 to 10:1.
  • Suitable Brönsted acids preferably have an acid strength of pKs ⁇ 5, particularly preferably an acid strength of pKs ⁇ 3.
  • the stated acid strength pKs refers to the pKs value determined under standard conditions (25°C, 1.01325 bar).
  • the acid strength pKs in the context of this invention refers to the pKs value of the first protolysis step.
  • the Brönsted acid is preferably added in a molar ratio of Brönsted acid:ligand of 1:1 to 15:1, preferably 2:1 to 10:1, particularly preferably 3:1 to 5:1.
  • Perchloric acid, sulfuric acid, phosphoric acid, methylphosphonic acid or sulfonic acids can be used in particular as Brönsted acids.
  • Suitable sulfonic acids are, for example, methanesulfonic acid, trifluoromethanesulfonic acid, tert-butanesulfonic acid, p-toluenesulfonic acid (PTSA), 2-hydroxypropane-2-sulfonic acid, 2,4,6-trimethylbenzenesulfonic acid and dodecylsulfonic acid.
  • Particularly preferred acids are sulfuric acid, methanesulfonic acid, trifluoromethanesulfonic acid and p-toluenesulfonic acid.
  • the acid is preferably sulfuric acid.
  • the alkoxycarbonylation in step b is preferably carried out at a temperature in the range from 60 to 120 °C, further preferably in the range from 65 to 110 °C, particularly preferably in the range from 70 to 100 °C.
  • the alkoxycarbonylation in step b is further preferably carried out at a carbon monoxide pressure of 10 to 35 bar, preferably 12.5 to 30 bar, particularly preferably 15 to 25 bar.
  • the alkoxycarbonylation in step b takes place in a suitable reaction zone.
  • the reaction zone for the reaction comprises at least one reactor, but can also consist of two or more reactors arranged in parallel or in series.
  • the at least one reactor can in particular be selected from the group consisting of a stirred tank reactor, a loop reactor, a jet loop reactor, a bubble column reactor or combinations thereof. If several reactors are present, the reactors can be the same or different from one another.
  • the alkoxycarbonylation in step b described above gives a liquid product mixture which comprises at least the ester formed by the alkoxycarbonylation, the homogeneous catalyst system, the unreacted diisobutenes 2,4,4-trimethylpent-2-ene and 2,4,4-trimethylpent-1-ene and unreacted alcohol.
  • the liquid product mixture can contain low-boiling by-products such as dimethyl ether or formic acid and/or high-boiling components such as ligand degradation products.
  • the product mixture obtained in this way is fed to the following step c in order to separate the homogeneous catalyst system from the liquid product mixture.
  • low-boiling components for example a portion of the unreacted alcohol and/or the low-boiling by-products, can be separated off.
  • the alcohol can be returned to step b, i.e. the alkoxycarbonylation.
  • the low-boiling by-products can be purged from the process so that they do not accumulate in the process.
  • the separation of the homogeneous catalyst system produces a crude product mixture which comprises at least the esters formed by the alkoxycarbonylation, unreacted diisobutenes and at least a portion of the unreacted alcohols.
  • the separation of the homogeneous catalyst system to obtain the crude product mixture in step c can be carried out using various separation processes, for example by means of thermal separation or by membrane separation. The person skilled in the art is familiar with corresponding processes.
  • the separation of the homogeneous catalyst system in step c in the context of the present invention is preferably carried out by means of membrane separation.
  • a retentate and a permeate are obtained in a membrane separation.
  • the homogeneous catalyst system will accumulate in the retentate.
  • the permeate then represents the crude product mixture already mentioned and is passed on to the following step d, the distillative workup.
  • the retentate is returned to the alkoxycarbonylation in step b or to the reaction zone where the alkoxycarbonylation is carried out.
  • the catalyst system can be reused.
  • a catalyst circuit is created in which only minor process-related catalyst losses, if any, have to be compensated for. If the diisobutene stream, the alcohol and the homogeneous catalyst system are mixed in accordance with the preferred embodiment before the alkoxycarbonylation in step b, in particular in a suitable mixing vessel, the retentate is fed to the mixing vessel.
  • a purge stream which may contain inert alkanes, low-boiling by-products (e.g. ethers), possible degradation products of the catalyst system or other impurities such as traces of water or nitrogen, can also be removed in order to avoid accumulation in the reaction zone(s).
  • any suitable membrane material can be used for the membrane separation.
  • Such a membrane material preferably consists of at least one separation-active layer (also: active separation layer) and a substructure on which the separation-active layer is located.
  • the membrane material according to the invention consists of at least one separation-active layer and a substructure.
  • the membrane material consisting of at least a separating layer and a substructure, should be acid-stable so that the membrane material is not damaged by the acid in the liquid product mixture.
  • acid-stable means that the membrane material is stable for at least 300 hours in the presence of the acid of the catalyst system and the separation performance is maintained.
  • the substructure preferably has a porous structure that is permeable to the permeate that has passed through the separation-active layer.
  • the substructure has a stabilizing function and serves as a carrier for the separation-active layer.
  • the substructure can basically consist of any suitable porous material. Suitable materials are familiar to the person skilled in the art. However, the prerequisite is that the material is acid and base stable.
  • the substructure can also consist of the same material as the separation-active layer.
  • Preferred materials for the substructure are plastics such as polypropylene or a PAEK polymer PAEK stands for polyaryletherketone.
  • the PAEK polymer is in particular PEEK (polyetheretherketone), particularly preferably a PEEK polymer with a degree of sulfonation of less than 20%, particularly preferably with a degree of sulfonation of less than 10%
  • the release-active layer according to the invention preferably consists of a PAEK polymer (polyaryletherketone).
  • PAEK is characterized by the fact that aryl groups are linked alternately via an ether functionality and a ketone functionality within the repeating unit.
  • a release-active layer preferred according to the invention consists of PEEK (polyetheretherketone).
  • PEEK polymers with a degree of sulfonation of less than 20%, particularly preferably with a degree of sulfonation of less than 10%, can be used as the release-active layer.
  • the corresponding PEEK polymers and their production are described in the WO 2015/110843 A1 described.
  • the membrane separation in step c is preferably carried out at a temperature in the range from 25 to 100°C, more preferably in the range from 30 to 80°C and particularly preferably in the range from 40 to 70°C.
  • the product mixture can be cooled.
  • the cooling can also be achieved via a heat exchanger, whereby another stream is heated within the process according to the invention.
  • the transmembrane pressure (TMP) in the membrane separation in step c is preferably in the range from 10 to 60 bar, further preferably in the range from 15 to 55 bar, particularly preferably in the range of 20 to 50 bar.
  • the pressure on the permeate side can be above atmospheric pressure and preferably up to 15 bar, preferably 3 to 7 bar.
  • the retentate side pressure results from the difference between TMP and the permeate side pressure.
  • the crude product mixture or the permeate from the membrane separation is processed by distillation in at least one distillation column to separate the unreacted alcohols and the unreacted diisobutenes.
  • the ester product contains the esters formed from the diisobutene, i.e. the 3,5,5-trimethylhexanoic acid alkyl esters, where the alkyl radical comprises 1 to 4 carbon atoms depending on the alcohol used.
  • the unreacted alcohol and the unreacted diisobutenes are obtained at the top of the at least one distillation column.
  • the ester product is therefore obtained in the bottom of the at least one distillation column.
  • the top stream which contains the unreacted alcohol and the unreacted diisobutenes separated in the at least one distillation column, is recycled for alkoxycarbonylation in step b. If the components used are mixed before alkoxycarbonylation, the top stream is naturally recycled. This enables continuous operation of the process according to the invention with the highest possible yield.
  • a purge can be drawn off from the recycled top stream in order to remove low-boiling by-products from the process.
  • the distillative processing to separate the unreacted alcohols and the unreacted diisobutenes in step d can be carried out in one distillation column. It would be conceivable that the distillative processing to separate the unreacted alcohols and the unreacted diisobutenes in step d could be carried out in several distillation columns. However, this would mean a significantly higher expenditure on equipment. It is therefore preferred that the distillative processing in step d is carried out in a single distillation column.
  • the pressure in the distillation column during the distillative work-up in step d is preferably in the range from 0.3 to 2 bar, further preferably in the range from 0.4 to 1 bar, particularly preferably in the range from 0.5 to 0.7 bar.
  • the temperature in the bottom of the distillation column during the distillative work-up in step d is preferably in the range from 80 °C to 160 °C.
  • the temperature at the top of the distillation column during the distillative work-up in step d is preferably in the range from 30 to 80 °C. It is further preferred that the reflux ratio in the distillation column is between 1 and 2.
  • the distillation column for the separation in step d preferably comprises 10 to 30 theoretical stages.
  • the distillation column can contain high-performance structured packings. Corresponding high-performance structured packings are known to the person skilled in the art.
  • step e The ester produced in step b and separated and optionally purified in step d is then subjected to hydrolysis or saponification in step e.
  • the acidic catalyst or saponification agent used splits the ester group, producing a carboxylic acid or a carboxylic acid salt and the alcohol bound during the ester formation in step b can be recovered.
  • the saponification therefore produces a reaction mixture which comprises at least the carboxylic acid or its salt, the split-off alcohol and unreacted esters.
  • step e The alcohol recovered by hydrolysis or saponification in step e can be separated from the resulting mixture in a subsequent process step and returned to the first reaction zone.
  • Hydrolysis is a well-known chemical reaction in which an ester is converted into a carboxylic acid with the aid of an acidic catalyst, with the elimination of an alcohol.
  • the typical conditions for hydrolysis are known to those skilled in the art.
  • the hydrolysis in step e takes place in the presence of an acidic heterogeneous or homogeneous catalyst.
  • Known homogeneous catalysts are acidic compounds such as, for example, Brönsted acids, in particular HCl, H 2 SO 4 , phosphoric acid, p-toluenesulfonic acid and 4-dodecylbenzenesulfonic acid, or Lewis acids, in particular AlCl 3 , ZnCl 2 , HfCl 4 ⁇ 2THF, Al(OTf) 3 .
  • Known heterogeneous catalysts are acidic compounds such as, for example, cation exchangers, acidic H-zeolites, acidic functionalized metal oxides with silica and heteropolyacids.
  • Suitable heterogeneous catalysts are in particular Amberlyst ® 15, Amberlyte ® IR 120 (H), HClO 4 -SiO 2 , 3-propylsulfonic acid functionalized silica, Nafion ® -SiO2, Aciplex ® -SiO 2 , Cs2.5H0.5PW12O40, H-ZSM5, H-ZSM-5-C18, Z-beta-H-25, Z-beta-H-38, Z-beta-H-150, Z-beta-H-360, ZYH-60, ZYH-80 or CZB 150 (BEA 150) (Clariant).
  • the reaction mixture from the hydrolysis in step e is subjected in the subsequent step f to at least one separation process step selected from the group consisting of a thermal separation, for example distillation, an extraction, a crystallization or a further membrane separation, in order to separate the carboxylic acid formed in step e or its salt from the remaining reaction mixture.
  • the separation process is preferably a Distillation.
  • the relevant process conditions are known to the person skilled in the art.
  • a multi-stage distillation can also be carried out.
  • Saponification is a well-known chemical reaction in which an ester is converted into a carboxylic acid salt with the aid of a basic or enzymatic saponification agent, with the elimination of an alcohol.
  • the typical conditions for saponification are known to those skilled in the art.
  • the saponification in step e takes place in the presence of a saponification agent.
  • Known saponification agents are basic compounds such as potassium hydroxide, potassium (hydrogen) carbonate, sodium hydroxide, sodium (hydrogen) carbonate or amine compounds. Saponification with an enzymatic saponification agent, in particular esterases, is also possible.
  • the reaction mixture from the saponification in step e is subjected in the subsequent step f to at least one separation process step selected from the group consisting of a thermal separation, for example distillation, an extraction, a crystallization or a further membrane separation, in order to separate the carboxylic acid salts formed in step e from the remaining reaction mixture.
  • the separation process is preferably a distillation.
  • the corresponding process conditions are known to the person skilled in the art.
  • a multi-stage distillation can also be carried out.
  • the alcohol used in step b can also be separated and returned to the reaction zone.
  • a purge stream can be removed in order to remove by-products from the process, for example.
  • Fig. 1 shows an embodiment in which the diisobutene stream (1) is fed to the distillation column (2) in step a.
  • the top stream (3) is enriched in 2,4,4-trimethylpent-1-ene compared to the diisobutene stream used.
  • the distillation also produces the residual stream (4), which is depleted in 2,4,4-trimethylpent-1-ene compared to the diisobutene stream used.
  • the top stream (3) is then fed to the alkoxycarbonylation (5) in step b, which produces a product mixture (6).
  • This product mixture (6) passes through the catalyst separation (7) in step c to the crude product mixture (8), which is subjected to distillation (9) in step d.
  • Fig. 2 relates to a further embodiment in which an isomerization (12) is also present.
  • the diisobutene stream (13) used can be fed to the isomerization and/or to the distillation (2). This is indicated by the dashed lines.
  • the isomerized stream (1) then becomes the feed to the distillation (2).
  • the isomerization is also fed with the residual stream (4) from the distillation in order to convert 2,4,4-trimethylpent-2-ene at least partially into 2,4,4-trimethylpent-1-ene.

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Abstract

Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur Herstellung einer Carbonsäure oder deren Salz durch Hydrolyse oder Verseifung eines Esters, der durch Alkoxycarbonylierung von Di-isobuten entsteht. Der bei der der Alkoxycarbonylierung eingesetzte Di-isobutenstrom wird dabei vor der Alkoxycarbonylierung einer Destillation unterworfen wird, um 2,4,4-Trimethylpent-1-en in dem zu alkoxycarbonylierenden Strom anzureichern. Die Alkoxycarbonylierung wird mit einem Alkohol und Kohlenmonoxid in Gegenwart eines homogenen Katalysatorsystems, welches zumindest ein Metall der Gruppe 8 bis 10 des Periodensystems der Elemente oder einer Verbindung davon, einen phosphorhaltigen Liganden und eine Säure umfasst, durchgeführt.

Description

  • Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung einer Carbonsäure oder deren Salz durch Hydrolyse oder Verseifung eines Esters, der durch Alkoxycarbonylierung von Di-isobuten entsteht. Der bei der der Alkoxycarbonylierung eingesetzte Di-isobutenstrom wird dabei vor der Alkoxycarbonylierung einer Destillation unterworfen wird, um 2,4,4-Trimethylpent-1-en in dem zu alkoxycarbonylierenden Strom anzureichern. Die Alkoxycarbonylierung wird mit einem Alkohol und Kohlenmonoxid in Gegenwart eines homogenen Katalysatorsystems, welches zumindest ein Metall der Gruppe 8 bis 10 des Periodensystems der Elemente oder einer Verbindung davon, einen phosphorhaltigen Liganden und eine Säure umfasst, durchgeführt.
  • Die Herstellung von Carbonsäuren in der industriellen Chemie erfolgt zum größten Teil über die Hydroformylierung zur Herstellung eines Aldehyds mit nachfolgender Oxidation des Aldehyds zur Carbonsäure. Wenngleich die Herstellung von Carbonsäuren im Wege der Hydroformylierung mit nachfolgender Oxidation ein seit Jahrzehnten industriell etablierter und bewährter Prozess ist, weist er immer noch Verbesserungspotential auf (vgl. DE 100 10 771 C1 oder EP 1 854 778 A1 ). Ein Problem bei dieser Syntheseroute ist, dass bei der Hydroformylierung Übergangsmetall-haltige Katalysatorsysteme eingesetzt werden, die üblicherweise teuer sind oder kostenintensiv hergestellt werden müssen. Ein weiteres Problem ist die Bildung von Nebenprodukten sowohl in der Hydroformylierung als auch im nachgeschalteten Oxidationsverfahren dieser, die selbst dann zu beobachten sind, wenn kein Katalysator eingesetzt wird und/oder die Reaktionsbedingungen vergleichsweise milde sind. Ein weiteres Problem ist der erhöhte Bedarf an Sicherheitsausrüstung bei der Oxidation von Aldehyden, da in diesem Schritt Sauerstoff in reiner Form oder durch Luft der organischen Reaktionsmischung zugeführt wird. Die dadurch erzeugte explosive Atmosphäre muss gesondert und erschwert überwacht und geregelt werden.
  • Di-isobuten ist ein technisch relevantes Erzeugnis, welches durch Dimerisierung von Isobuten gewonnen wird. Di-isobuten besteht aus den Isomeren 2,4,4-Trimethylpent-1-en (nachfolgend auch: TMP1) und 2,4,4-Trimethylpent-2-en (nachfolgend auch: TMP2) mit einer Massenverteilung TMP1 : TMP2 von etwa 78:22 bis 81 : 19 (Gleichgewichtsverteilung). Diese Mischung kann unter anderem in Carbonylierungsverfahren zu höherwertigen Produkten umgesetzt werden. Dabei weist speziell in Carbonylierungsverfahren, wie der Methoxycarbonylierung (Reaktionsprodukt ist hier der 3,5,5-Trimethylhesansäuremethylester) oder der Hydroformylierung (Reaktionsprodukt ist hier der 3,5,5-Trimethylhexanal) das innenständige Olefin TMP2 eine deutlich geringere Reaktivität als das endständige Olefin TMP1 auf. Oftmals können Reaktionsbedingungen oder Verweilzeiten bei diesen Carbonylierungsreaktionen aufgrund der mangelnden Stabilität der Katalysatoren oder aufgrund ökonomischer Faktoren (z. B. der Reaktorgröße) nicht dahingehend angepasst werden, dass das endständige TMP2 vollständig abreagiert.
  • Die Aufgabe der vorliegenden Erfindung war deshalb ein Verfahren zur Herstellung einer Carbonsäure oder deren Salz, welches die vorgenannten Probleme nicht aufweist. Insbesondere sollte die Alkoxycarbonylierung mit Di-isobutenströmen, die einen hohen Anteil an 2,4,4-Trimethylpent-1-en aufweisen, durchgeführt werden. Weiterhin sollte ein alternativer Syntheseweg für die Herstellung einer Carbonsäure oder deren Salz erhalten werden, mit der sich die gewünschten Carbonsäuren bzw. deren Salze relativ einfach erschließen lassen.
  • Diese Aufgabe konnte durch das erfindungsgemäße Verfahren nach dem unabhängigen Anspruch 1 gelöst werden. Bevorzugte Ausführungsformen sind in den abhängigen Ansprüchen angegeben.
  • Beschrieben wird vorliegend ein Verfahren zur Herstellung einer Carbonsäure oder deren Salz, wobei das Verfahren zumindest die folgenden Schritte umfasst:
    1. a. Zuführen eines Di-isobutenstroms, der 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, zu mindestens einer Destillationskolonne und Auftrennen des Di-isobutenstroms in mindestens einen gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en angereicherten Kopfstrom, der mehr als 85 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, und einen Reststrom, der gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgereichert ist;
    2. b. Zuführen des Kopfstroms zur Alkoxycarbonylierung, wodurch 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en mit einem Alkohol und Kohlenmonoxid in Gegenwart eines homogenen Katalysatorsystems, welches zumindest ein Metall der Gruppe 8 bis 10 des Periodensystems der Elemente oder einer Verbindung davon, einen phosphorhaltigen Liganden und eine Säure umfasst, in einer Reaktionszone unter Erhalt eines flüssigen Produktgemisches umgesetzt werden, wobei das flüssige Produktgemisch zumindest den durch die Alkoxycarbonylierung gebildeten Ester, das homogene Katalysatorsystem, nicht umgesetztes 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en und nicht umgesetzten Alkohol umfasst;
    3. c. Abtrennen des homogenen Katalysatorsystems aus dem flüssigen Produktgemisch unter Erhalt eines Rohproduktgemisches, welches zumindest den durch die Alkoxycarbonylierung gebildeten Ester, nicht umgesetztes 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en und nicht umgesetzte Alkohole umfasst;
    4. d. Destillative Aufarbeitung des Rohproduktgemisches in mindestens einer Destillationskolonne zur Abtrennung der nicht umgesetzten Alkohole und das nicht umgesetzte 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en, wobei nicht umgesetzter Alkohol und das nicht umgesetzte 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgetrennt und zur Alkoxycarbonylierung in Schritt b zurückgeführt wird;
    5. e. Hydrolyse oder Verseifen des aus Schritt d erhaltenen Esters in Anwesenheit eines sauren Katalysators oder eines Verseifungsmittels unter Erhalt eines Reaktionsgemisches, welches zumindest die Carbonsäure oder deren Salz, den abgespaltenen Alkohol und nicht umgesetzte Ester umfasst; und
    6. f. Abtrennen der in Schritt e gebildeten Carbonsäure oder deren Salz in mindestens einem Trennverfahrensschritt, ausgewählt aus thermischer Trennung, beispielsweise Destillation, Extraktion, Kristallisation und Membrantrennung.
  • Ein Vorteil des Verfahrens ist die Destillation des Di-isobutenstroms vor der Akkoxycarbonylierung, weil dadurch der Anteil an 2,4,4-Trimethylpent-1-en im Kopfstrom der mindestens einen Destillationskolonne gegenüber dem eingesetzten Strom gesteigert werden kann. So ist es möglich Anteile von mehr als 85 Gew-%, vorzugsweise mehr als 90 Gew.-%, besonders bevorzugt mehr als 95 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en im Strom zu erreichen, was für die nachgeschaltete Alkoxycarbonylierung aufgrund der höheren Reaktivität von 2,4,4-Trimethylpent-1-en vorteilhaft ist.
  • Schritt a des erfindungsgemäßen Verfahrens betrifft die Destillation eines Di-isobutenstroms, welcher 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält. Der Di-isobutenstrom wird dabei in mindestens einen gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en angereicherten Kopfstrom, der vorzugsweise mehr als 85 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en, weiterhin bevorzugt mehr als 90 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en, besonders bevorzugt mehr als 95 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, und einen Reststrom, der gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgereichert ist, aufgetrennt.
  • Der in Schritt a eingesetzte Di-isobutenstrom enthält 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en. Derartige Ströme können Di-isobutenströme sein, die mittels Dimerisierung aus Isobuten oder Isobutenhaltigen Kohlenwasserstoffgemischen hergestellt werden können, beispielsweise so wie es in EP 1 360 160 B1 offenbart wird. Weiterhin können die hier einzusetzenden Ströme als nicht reagierte Restströme bei Carbonylierungsverfahren anfallen, beispielsweise bei der Methoxycarbonylierung oder bei der Hydroformylierung. Es ist bereits erwähnt worden, dass der Einsatzstrom zur Isomerisierung und/oder zur Destillation zugeführt werden kann. Die Bezeichnung der Schritte a. und b. im vorliegenden Anspruch stellt somit keine Priorisierung oder Chronologie dar. Es versteht sich, dass beide Schritte durchgeführt werden müssen und dass die einzelnen Schritte aus dem jeweils anderen Schritt gespeist werden. Welcher Schritt also als zuerst ausgeführt angesehen wird, ist daher nebensächlich.
  • Die Destillation in Schritt a des erfindungsgemäßen Verfahrens wird in mindestens einer Destillationskolonne durchgeführt. Destillationskolonnen sind dem Fachmann grundsätzlich bekannt. Die Destillationseinheit der vorliegenden Erfindung umfasst vorzugsweise mindestens eine Destillationskolonne, besonders bevorzugt mindestens zwei Destillationskolonnen. Die nachfolgende Beschreibung von Merkmalen der Destillationskolonne gilt immer auch für den Fall, dass mehr als eine Destillationskolonne in der Destillationseinheit vorliegt.
  • Die mindestens eine Destillationskolonne weist vorzugsweise Einbauten auf, um die Trennaufgabe zu bewältigen. Entsprechende Einbauten sind dem Fachmann geläufig. Besonders geeignet sind hier regellose Packungen oder Strukturpackungen, wie sie dem Fachmann unter Handelsnamen wie MellaPak®, MellapakPlus®, Flexipac® etc. bekannt sind. In einer bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung umfasst die mindestens eine Destillationskolonne mindestens 50 theoretische Trennstufen, vorzugsweise mindestens 70 theoretische Trennstufen, besonders bevorzugt mindestens 90 theoretische Trennstufen. Liegen zwei oder mehr Destillationskolonnen vor, können die Destillationskolonnen eine identische oder eine unterschiedliche Anzahl an theoretischen Trennstufen aufweisen.
  • Die Betriebsparameter der mindestens einen Destillationskolonne orientieren sich an der Trennaufgabe und der Gestaltung der Destillationskolonne. Im vorliegenden Verfahren ist es bevorzugt, dass die mindestens eine Destillationskolonne bei Unterdruck, besonders bevorzugt bei einem Druck von 0,2 bis 0,9 bar betrieben wird. Unterdruck liegt im Rahmen der vorliegenden Erfindung immer dann vor, wenn unterhalb des Umgebungsdrucks von ca. 1 bar, also dem an dem jeweiligen Standort vorliegenden Atmosphärendruck gearbeitet wird. Liegen zwei oder mehr Destillationskolonnen vor, können die Destillationskolonnen beim gleichen oder bei einem unterschiedlichen Druck betrieben werden.
  • Es ist weiterhin bevorzugt, dass die Temperatur im Sumpf der mindestens einen Destillationskolonne im Bereich von 50 bis 100 °C liegt. Liegen zwei oder mehr Destillationskolonnen vor, können die Destillationskolonnen bei der gleichen oder bei unterschiedlicher Temperatur betrieben werden.
  • Ein weiterer Parameter bei der Auslegung von Destillationskolonnen ist das Rücklaufverhältnis. Das Rücklaufverhältnis meint das Verhältnis Rücklauf (Rezyklat) zum Destillat (abgezogenes Kondensat, hier also der Kopfstrom K). Der Rücklauf ist also ein auskondensierter Teil des Kopfstroms, der in die Destillationskolonne zurückgeführt wird. Es ist erfindungsgemäß bevorzugt, dass das Rücklaufverhältnis der mindestens einen Destillationskolonne bei der Destillation in Schritt a. im Bereich von 5 bis 15 beträgt.
  • Durch die erfindungsgemäße Destillation in Schritt a fällt an der mindestens einen Destillationskolonne ein Kopfstrom an, der vorzugsweise mindestens 85 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en, weiterhin bevorzugt mindestens 90 Gew.-%an 2,4,4-Trimethylpent-1-en, besonders bevorzugt mindestens 95 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält. Weiterhin fällt bei der Destillation ein Reststrom an, der gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgereichert ist.
  • Der zusätzlich bei der Destillation in Schritt a anfallende Reststrom kann als Sumpfstrom oder als Seitenstrom an der mindestens einen Destillationskolonne abgenommen werden. Sind zwei Destillationskolonnen vorhanden, wird der Reststrom, unabhängig davon, ob als Seitenstrom oder Sumpfstrom abgenommen, in der letzten Destillationskolonne anfallen. Wird der Reststrom als Seitenstrom abgenommen kann er grundsätzlich auf gleicher Höhe oder unterhalb des Einlasses für den eingesetzten Di-isonbutenstrom angeordnet sein. Dabei versteht sich, dass Zulauf und Ablauf ausreichend beanstandet voneinander angeordnet sein müssen. Der Reststrom, unabhängig davon, ob als Seitenstrom oder Sumpfstrom abgenommen, enthält vorzugsweise 80 bis 92 Gew.-% 2,4,4-Trimethylpent-2-en.
  • Wird der Reststrom bei der Destillation in Schritt a als Sumpfstrom der mindestens einen Destillationskolonne abgenommen, wird vorzugsweise ein Purgestrom aus dem Reststrom abgezogen, der während der Isomerisierung entstandene Hochsieder, z. B. Dimere oder Oligomerisate von 2,4,4-Trimethylpent-2-en und/oder 2,4,4-Trimethylpent-1-en, enthält. Die abgetrennten Hochsieder können zur Energieerzeugung verbrannt oder einer Hydrierung unterworfen werden, um daraus werthaltige Alkane herzustellen.
  • Wird der Reststrom bei der Destillation in Schritt a als Seitenstrom der mindestens einen Destillationskolonne abgenommen, wird vorzugsweise im Sumpf der mindestens einen Destillationskolonne ein Strom anfallen, der die während der Isomerisierung entstandenen Hochsieder, z. B. Dimere oder Oligomerisate von 2,4,4-Trimethylpent-2-en und/oder 2,4,4-Trimethylpent-1-en, enthält. Die abgetrennten Hochsieder können zur Energieerzeugung verbrannt oder einer Hydrierung unterworfen werden, um daraus werthaltige Alkane herzustellen.
  • Destillationskolonnen werden bekanntermaßen im Sumpf beheizt, um die Trennaufgabe bewältigen zu können. Möglich ist hier eine Energiezufuhr über Heizdampf, der oft an chemischen Produktionsstandorten verfügbar ist. Dazu wird ein Teil des Sumpfes über einen Wärmetauscher (Sumpfverdampfer) geführt, dort erhitzt und dann zurück in den Sumpf der Destillationskolonne geführt. Um den Energiebedarf und/oder um die CO2-Emissionen zu verringern, kann eine Wärmeintegration bei der Destillation in Schritt a. vorgesehen werden. Wärmeintegration bedeutet, dass Energie, die innerhalb des Verfahrens entsteht oder vorhanden ist, an anderer Stelle eingesetzt wird. Im vorliegenden Fall eignet sich vor allem die (freiwerdende) Kondensationsenergie, die am Kopf mindestens einer Destillationskolonne der Destillationseinheit anfällt. In einer bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung wird in Schritt a. also eine Wärmeintegration dergestalt durchgeführt, dass zumindest ein Teil der Kondensationsenergie am Kopf zum Erhitzen des Sumpfs genutzt wird.
  • Eine andere Möglichkeit zur Wärmeintegration besteht in der sogenannten Brüdenverdichtung, bei der zumindest ein Teil des Brüdens (Kopfstroms) verdichtet, also auf ein höheres Druckniveau gebracht, und optional erhitzt wird. Der so verdichtete und optional erhitzte Brüden wird zum Wärmetauscher (Sumpfverdampfer) geführt, um damit den Sumpf zu erhitzen. Hierzu wird die Kondensationswärme des Brüden genutzt.
  • Eine weitere Möglichkeit besteht in dem Einsatz einer Wärmepumpe. Wärmepumpen werden mit einem Arbeitsmedium, z. B. n-Butan oder Wasser betrieben. Die Kondensationsenergie wird hier also zunächst in einem Wärmetauscher auf ein Arbeitsmedium übertragen und von diesem in einem weiteren geeigneten Wärmetauscher auf den Sumpf in der Destillation. Das Arbeitsmedium wird dabei in aller Regel über einen Verdichter zum Wärmetauscher im Sumpf geführt. Es ist grundsätzlich auch möglich zweistufige oder mehrstufige Wärmepumpen einzusetzen, bei denen mehr als eine Kompressorstufe vorliegt. Bei einer zweistufigen Wärmepumpe liegt nicht nur ein Arbeitsmedium, sondern zwei Arbeitsmedien vor, wobei zwischen dem ersten und dem zweiten Arbeitsmedium ebenfalls ein Energieaustausch in einem Wärmetauscher stattfindet. Bei mehrstufigen Ausgestaltungen sind entsprechend mehr Arbeitsmedien vorhanden.
  • Der aus der Destillation in Schritt a erhaltene Kopfstrom wird dem nachfolgenden Schritt b der Alkoxycarbonylierung zugeführt und dort umgesetzt. Der ebenfalls aus der Destillation in Schritt a erhaltene Reststrom wird nach einer bevorzugten Ausführungsform zu einer Isomerisierung geführt, bei der 2,4,4-Trimethylpent-2-en unter Verwendung eines heterogenen Katalysators auf Basis eines Zeoliths oder eines Ionenaustauscherharzes zumindest teilweise 2,4,4-Trimethylpent-1-en isomerisiert wird. Die Isomerisierung kann also mit dem Reststrom durchgeführt, der gegenüber dem in Schritt a eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgereichert ist und aus der Destillation in Schritt a entnommen wird.
  • Die Durchführung einer Isomerisierung vor der Destillation in Schritt a hat den Vorteil, dass ein heterogenes Katalysatorsystems eingesetzt wird. Ein solches Katalysatorsystem muss nicht vom Isomerisierungsstrom abgetrennt werden und verbleibt im Reaktionsgefäß bzw. dem Reaktor. Mit den erfindungsgemäß bevorzugten Katalysatorsystemen auf Basis eines Zeoliths oder eines Ionenaustauscherharzes können zudem hohe Umsätze erzielt werden.
  • Die Isomerisierung kann grundsätzlich in jedem geeigneten Reaktor durchgeführt werden. Möglich ist, dass die Isomerisierung in einem einzigen Reaktor oder in mehreren parallel oder in Reihe geschalteten Reaktoren erfolgt. Möglich ist zudem die Durchführung in Chargen oder im kontinuierlichen Betrieb. Bevorzugt wird die Isomerisierung in einem oder mehreren kontinuierlich arbeitenden Reaktoren, die üblicherweise bei Feststoff/Flüssigkeits-Kontaktreaktionen zum Einsatz gelangen, durchgeführt. Bei der Verwendung von kontinuierlich arbeitenden Strömungsreaktoren bedient man sich meistens, jedoch nicht ausschließlich, eines Festbetts. Wenn ein Festbett-Strömungsreaktor verwendet wird, kann die Flüssigkeit aufwärts oder abwärts strömen. Meistens wird ein Abwärtsströmen der Flüssigkeit bevorzugt. Weiterhin ist es möglich, den Reaktor unter Produktrückführung oder im geraden Durchgang zu betreiben. Ein anderes Konzept als Festbettreaktoren sind beispielsweise Reaktoren, in denen der Ionenaustauscher oder Zeolith suspendiert in einer flüssigen Phase vorliegt.
  • Als Reaktoren können bei der Isomerisierung Rohrreaktoren oder Rohrbündelreaktoren, insbesondere solche mit inneren Rohrdurchmessern von 10 bis 60 mm, verwendet werden. Das Verhältnis von Länge zu Durchmesser der Katalysatorschüttung kann dabei variiert werden, entweder durch die geometrischen Maße des Reaktors oder durch dessen Füllgrad. Bei gleicher Kontaktmenge und Belastung (LHSV) können somit unterschiedliche Leerrohrgeschwindigkeiten erreicht und der Wärmeübergang an das Kühlmedium gezielt beeinflusst werden.
  • Die Kühlung der Rohre des Reaktors, sei es Rohrreaktor oder Rohrbündelreaktor, kann über ein Kühlmedium (z.B. Kühlwasser oder zur Wärmeintegration ein wärmeaufnehmendes Prozessfluid) über den Mantelraum des Reaktors oder einen Wärmeübertrager in einem externen Recycle erfolgen. Insbesondere bei Einsatz von flüssigen Heizmedien wird dabei die Mantelseite konstruktiv so ausgeführt, dass ein möglichst homogener Temperaturgradient an allen Rohren anliegt. Die hierfür notwendigen technischen Maßnahmen sind dem Fachmann bekannt und in der Literatur beschrieben (Einbau von Umlenkblechen, Disc- an Donut-Bauweise, Einspeisung / Abfuhr des Wärmeträgers an verschiedenen Stellen des Reaktors usw.). Bevorzugt werden Reaktionsmedium und Wärmeträger im Gleichstrom, besonders bevorzugt von oben nach unten durch die Reaktorrohre bzw. den Reaktormantel geführt. Eine bevorzugte Ausführungsform ist beispielsweise in DE 10 2006 040 433 A1 beschrieben.
  • Die Isomerisierung von 2,4,4-Trimethylpent-2-en zu 2,4,4-Trimethylpent-1-en erfolgt exotherm, verläuft also unter Freisetzung von Energie, was zu einer Erwärmung der Reaktionsmischung führt. Zur Begrenzung des Temperaturanstiegs ist eine Verdünnung des Einsatzstroms, beispielsweise durch Rückführung von Produkt möglich.
  • Der oder die bei der Isomerisierung eingesetzten Reaktor(en) können adiabatisch, polytrop oder praktisch isotherm betrieben werden. Praktisch isotherm bedeutet, dass die Temperatur an einer beliebigen Stelle im Reaktor maximal um 10°C höher ist als die Temperatur am Reaktoreingang. Bei adiabatischem Betrieb der Reaktoren ist es in der Regel sinnvoll, mehrere Reaktoren in Reihe zu schalten und zwischen den Reaktoren eine Kühlung vorzusehen. Reaktoren, die für einen polytropen oder praktisch isothermen Betrieb geeignet sind, sind beispielsweise die bereits erwähnten Rohrbündelreaktoren, aber auch Rührkessel- und Schlaufenreaktoren.
  • Das Verfahren kann bei eher milden Temperaturen durchgeführt werden. Die Isomerisierung wird vorzugsweise bei einer Temperatur von 25 bis 90 °C, vorzugsweise 30 bis 80 °C, besonders bevorzugt 35 bis 70 °C durchgeführt. Weiterhin kann die erfindungsgemäße Isomerisierung bei einem Druck gleich oder größer als der Dampfdruck des Einsatzstromgemisches und/oder des Reaktionsgemisches bei der jeweiligen Reaktionstemperatur durchgeführt werden, vorzugsweise bei einem Druck von mehr als 0 bar aber weniger als 40 bar. Weiterhin bevorzugt wird die Isomerisierung in der Flüssigphase durchgeführt. Es sollte klar sein, dass in diesem Fall Druck und Temperatur so zu wählen sind, dass der Einsatzstrom in der flüssigen Phase vorliegt bzw. vorliegen kann.
  • In dem oder den Reaktor(en) können bei der Isomerisierung auch verschiedene Katalysatoren auf Basis eines Zeoliths oder eines Ionenaustauscherharzes eingesetzt werden. So kann beispielsweise ein Gemisch von lonenaustauscherharzen unterschiedlicher Reaktivität eingesetzt werden. Ebenso ist es möglich, dass ein Reaktor Katalysatoren mit unterschiedlicher Aktivität enthält, die beispielsweise in Schichten angeordnet sind. Wird mehr als ein Reaktor verwendet, können die einzelnen Reaktoren mit dem gleichen oder unterschiedlichen Katalysator(en) auf Basis eines Zeoliths oder eines Ionenaustauscherharzes gefüllt sein.
  • Als heterogener Katalysator kann bei der Isomerisierung ein Katalysator auf Basis eines Zeoliths oder eines Ionenaustauscherharzes eingesetzt werden. Entsprechende Zeolithe und lonenaustauscherharze sind zahlreich im Handel verfügbar. Es hat sich gezeigt, dass der Katalysator auf Basis eines Zeoliths vorzugsweise ein Si : Al Verhältnis im Bereich von 40 : 1 bis 200 : 1 aufweist. Weiterhin hat sich gezeigt, dass als Katalysator auf Basis eines Ionenaustauscherharzes vorzugsweise der Styrol-Divinylbenzol-Typ als H-Form und in teilneutraliserter Form gut geeignet ist.
  • Ist der Katalysator ein Zeolith, haben sich einige Zeolithe als besonders vorteilhaft herausgestellt, beispielsweise beta- und gamma-Zeolithe. Der Zeolith wird daher vorzugsweise aus der Gruppe bestehend aus Z-beta-H-25, Z-beta-H-38, Z-beta-H-360, Z-Mor-H-20, Z-Y-H-60, Z-Y-H-80, Z-beta-H, Z-CFG-1, Z-beta-ammonium-38, Z-CBV 760 CY (1.6), Z-CBV 780 CY (1.6), CP 814E CY (1.6), CBV 500 CY (1.6), H-CZB-150 und Mischungen davon ausgewählt.
  • Als lonenaustauscherharz können beispielsweise lonenaustauscherharze eingesetzt werden, solche, die durch die Sulfonierung von Phenol/Aldehyd-Kondensaten oder durch die Sulfonierung von Copolymeren von aromatischen Vinylverbindungen hergestellt werden. Beispiele für aromatische Vinylverbindungen zur Herstellung der Copolymere sind: Styrol, Vinyltoluol, Vinylnaphthalin, Vinylethylbenzol, Methylstyrol, Vinylchlorbenzol, Vinylxylol und Divinylbenzol. Besonders bevorzugt werden lonenaustauscherharze für die Isomerisierung eingesetzt, die durch die Sulfonierung von Copolymerenn, die durch Umsetzung von Styrol mit Divinylbenzol entstehen, hergestellt werden. Die lonenaustauscherharze können gelförmig, makroporös oder schwammförmig hergestellt werden. Die Eigenschaften dieser Harze, insbesondere spezifische Oberfläche, Porosität, Stabilität, Quellung oder Schrumpfung und Austauschkapazität, können bekanntermaßen durch den Herstellprozess variiert werden.
  • Ionenaustauscherharze des bevorzugten Styrol-Divinylbenzol-Typs werden u. a. unter folgenden Handelsnamen verkauft: CT 151 und CT275 der Firma Purolite, Amberlyst® 15, Amberlyst® 35, Amberlite® IR-120, Amberlite® 200 der Firma Rohm&Haas, Dowex M-31 der Firma DOW, LEWATIT® K 2621, LEWATIT® K 2431der Firma Lanxess.
  • Das Porenvolumen der als Katalysatoren einsetzbaren lonenaustauscherharze, insbesondere des bevorzugten Styrol-Divinylbenzol-Typs, beträgt vorzugsweise 0,3 bis 0,9 ml/g, besonders bevorzugt 0,5 bis 0,9 ml/g. Das Porenvolumen kann beispielsweise mittels adsorptiver Techniken ermittelt werden. Die Korngröße der lonenaustauscherharze beträgt bevorzugt van 0,3 mm bis 1,5 mm, besonders bevorzugt 0,5 mm bis 1,0 mm. Die Korngrößenverteilung kann enger oder weiter gewählt werden. So können beispielsweise lonenaustauscherharze mit sehr einheitlicher Korngröße (monodisperse Harze) eingesetzt werden.
  • Die als Katalysatoren bei der Isomerisierung einsetzbaren lonenaustauscherharze können als teilneutralisierte lonenaustauscherharze vorliegen. Dazu kann das lonenaustauscherharz mit Säuren oder Basen behandelt werden, wie es in der EP 1 360 160 B1 beschrieben wird.
  • Aus der optionalen Isomerisierung wird ein Isomerisierungsstrom erhalten, bei dem der Anteil des 2,4,4-Trimethylpent-2-ens geringer und der Anteil des 2,4,4-Trimethylpent-1-ens im Isomerisierungsstrom höher ist als im eingesetzten Reststrom. Der Isomerisierungsstrom kann zumindest teilweise zur Destillation in Schritt a geführt werden, vorzugsweise wird der Isomerisierungsstrom vollständig zu Destillation in Schritt a geführt.
  • Das Verfahren kann weiterhin das Zuführen eines Einsatzstroms umfassen, mit dem das Verfahren gespeist wird. Der Einsatzstrom, mit dem das Verfahren gespeist wird und der 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, kann zusätzlich zum Isomerisierungsstrom zur Destillationseinheit in Schritt a und/oder zusätzlich zum Reststrom zur Isomerisierung geleitet werden.
  • Dabei ist die flexible Zuführung des Einsatzstroms vorteilhaft. Dadurch kann das Verfahren nämlich an die jeweiligen Gegebenheiten angepasst werden, beispielweise in Abhängigkeit des eingesetzten Einsatzstroms. Liegen die Anteile von 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en im Einsatzstrom nah an der Gleichgewichtsverteilung, kann der Strom direkt zur Destillation geführt werden. Bei von der Gleichgewichtsverteilung abweichenden Anteilen von 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en im Einsatzstrom könnte der Strom zunächst zur Isomerisierung geführt werden. Der Einbau in bestehende Produktionsanlagen ist somit in Abhängigkeit von der Zusammensetzung des Einsatzstroms auf einfache Weise möglich.
  • Der aus der Destillation in Schritt a erhaltene Kopfstrom wird, wie erwähnt, dem nachfolgenden Schritt b der Alkoxycarbonylierung zugeführt und dort umgesetzt.
  • Die Di-isobutene, d. h. 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en, werden in Schritt b mit Kohlenmonoxid (CO) und einem Alkohol zu einem Ester umgesetzt. Die Anzahl der Kohlenstoffatome im Ester erhöht sich dabei im Vergleich mit dem eingesetzten Di-isobuten um 1 Kohlenstoffatom aus dem Kohlenmonoxid sowie um die Anzahl der Kohlenstoffatome des eingesetzten Alkohols. Aus den Di-isobutenen (8 Kohlenstoffatome) entsteht demnach ein Ester mit 9 Kohlenstoffatomen im Säureteil des Esters plus den Kohlenstoffatomen des Alkohols im Alkoholteil des Esters.
  • Das Kohlenmonoxid kann in Schritt b direkt als Einsatzgemisch oder durch die Zugabe eines Kohlenmonoxid-haltigen Gases, ausgewählt aus Synthesegas, Wassergas, Generatorgas und anderen Kohlenmonoxid-haltigen Gasen bereitgestellt werden. Möglich ist es auch, das Kohlenmonoxid dadurch bereitzustellen, dass das Kohlenmonoxid-haltige Gas vorher in einer für den Fachmann bekannten Weise in seine Komponenten aufgetrennt wird und das Kohlenmonoxid zur Reaktionszone geleitet wird. Das Kohlenmonoxid kann dabei weiterhin einen gewissen Anteil an Wasserstoff oder anderen Gasen enthalten, weil eine vollständige Auftrennung kaum zu realisieren ist.
  • Der bei der Umsetzung in Schritt b eingesetzte Alkohol ist vorzugsweise ein einwertiger Alkohol mit 1 bis 4 Kohlenstoffatomen, insbesondere Methanol, Ethanol, Propanol oder Butanol. Dadurch werden dann die Ester mit dem eingesetzten Alkohol entsprechender Kettenlänge erhalten. Bei Einsatz von Methanol entsteht beispielsweise der Methylester
  • Der in Schritt b eingesetzte Alkohol, vorzugsweise der einwertige Alkohol mit 1 bis 4 Kohlenstoffatomen, insbesondere Methanol, Ethanol, Propanol oder Butanol, wird in einem Molverhältnis zur Gesamtmenge aller Di-isobutene, Alkohol : Di-isobutene in einem Bereich von 10 : 1 bis 1 : 1, vorzugsweise 8 : 1 bis 1,5 : 1, besonders bevorzugt 7 : 1 bis 2 : 1 eingesetzt. Der Alkohol wird somit - bezogen auf die eingesetzten Di-isobutene - mindestens in identischer molarer Menge, vorzugsweise aber im molaren Überschuss hinzugefügt.
  • Die erfindungsgemäße Umsetzung in Schritt b wird in Gegenwart eines homogenen Katalysatorsystems durchgeführt, welches zumindest ein Metall aus der Gruppe 8 bis 10 des Periodensystems der Elemente (PSE) oder eine Verbindung davon, einen phosphorhaltigen Liganden und eine Säure als Co-Katalysator umfasst. Der Gehalt des Metalls der Gruppe 8 bis 10 des Periodensystems der Elemente, insbesondere des Palladiums, beträgt in der der Reaktionslösung bei der Alkoxycarbonylierung in Schritt b vorzugsweise 100 bis 500 ppm, weiterhin bevorzugt 150 bis 450 ppm, besonders bevorzugt 180 bis 350 ppm.
  • Das Metall aus der Gruppe 8 bis 10 des PSE ist vorzugsweise Palladium. Das Palladium wird bevorzugt in Form einer Vorläuferverbindung als Palladiumverbindung eingesetzt, die durch den phosphorhaltigen Liganden koordiniert wird. Beispiele für Palladiumverbindungen, die als Vorläuferverbindungen eingesetzt werden können, sind Palladiumchlorid [PdCl2], Palladium(II)-Acetylacetonat [Pd(acac)2], Palladium(II)-Acetat [Pd(OAc)2], Dichloro-(1,5-cyclooctadien)palladium(II) [Pd(cod)2Cl2], Bis(dibenzylideneaceton)palladium(0) [Pd(dba)2], Tris(dibenzylideneaceton)dipalladium(0) [Pd2(dba)3] Bis(acetonitril)-dichloropalladium(II) [Pd(CH3CN)2Cl2], Palladium(cinnamyl)-dichlorid [Pd(cinnamyl)Cl2]. Vorzugsweise kommen die Verbindungen [Pd(acac)2] oder [Pd(OAc)2] zum Einsatz. Die Metallkonzentration von Palladium in Schritt b beträgt vorzugsweise zwischen 0,01 und 0,6 Mol-%, bevorzugt zwischen 0,03 und 0,3 Mol-%, besonders bevorzugt zwischen 0,04 und 0,2 Mol-% bezogen auf die Stoffmenge des eingesetzten Kohlenwasserstoffs.
  • Geeignete phosphorhaltige Liganden des erfindungsgemäßen Katalysatorsystems weisen vorzugsweise eine Bidentat-Struktur auf. Bevorzugte phosphorhaltige Liganden für das erfindungsgemäße Katalysatorsystem sind benzolbasierte Diphosphinverbindungen, wie sie beispielsweise in der EP 3 121 184 A2 offenbart werden. Die Liganden können in einer Vorreaktion mit dem Palladium kombiniert werden, sodass der Palladium-Ligand-Komplex zur Reaktionszone geführt wird, oder in situ zur Reaktion gegeben und dort mit dem Palladium kombiniert werden. Das Molverhältnis von Ligand : Metall kann für die beschriebene Umsetzung in Schritt b 1 : 1 bis 10 : 1, vorzugsweise 2 : 1 bis 6 : 1, besonders bevorzugt 3 : 1 bis 5 : 1 betragen.
  • Das homogene Katalysatorsystem umfasst weiterhin eine Säure, wobei es sich insbesondere um eine Brönsted- oder eine Lewis-Säure handelt. Als Lewis-Säure werden vorzugsweise Aluminiumtriflat, Aluminiumchlorid, Aluminiumhydrid, Trimethylaluminium, Tris(pentafluorophenyl)boran, Bortrifluorid, Bortrichlorid oder Mischungen daraus eingesetzt werden. Von den genannten Lewis-Säuren wird bevorzugt Aluminiumtriflat eingesetzt. Die Lewis-Säure wird vorzugsweise in einem Molverhältnis Lewis-Säure : Ligand von 1 : 1 bis 20 : 1, vorzugsweise 2 : 1 bis 15 : 1, besonders bevorzugt 5 : 1 bis 10 : 1 hinzugegeben.
  • Geeignete Brönsted-Säuren haben vorzugsweise eine Säurestärke von pKs ≤ 5, besonders bevorzugt eine Säurestärke von pKs ≤ 3. Die angegebene Säurestärke pKs bezieht sich auf den bei Normalbedingungen (25°C, 1,01325 bar) bestimmten pKs-Wert. Bei einer mehrprotonigen Säure bezieht sich die Säurestärke pKs im Rahmen dieser Erfindung auf den pKs-Wert des ersten Protolyseschrittes. Die Brönsted-Säure wird vorzugsweise in einem Molverhältnis Brönsted-Säure : Ligand von 1 : 1 bis 15 : 1, vorzugsweise 2 : 1 bis 10 : 1, besonders bevorzugt 3 : 1 bis 5 : 1 hinzugegeben.
  • Als Brönsted-Säuren können insbesondere Perchlorsäure, Schwefelsäure, Phosphorsäure, Methylphosphonsäure oder Sulfonsäuren eingesetzt werden. Geeignete Sulfonsäuren sind beispielsweise Methansulfonsäure, Trifluormethansulfonsäure, tert-Butansulfonsäure, p-Toluolsulfonsäure (PTSA), 2-Hydroxypropan-2-sulfonsäure, 2,4,6-Trimethylbenzolsulfonsäure und Dodecylsulfonsäure. Besonders bevorzugte Säuren sind Schwefelsäure, Methansulfonsäure, Trifluormethansulfonsäure und p-Toluolsulfonsäure. Vorzugsweise handelt es sich bei der Säure um Schwefelsäure.
  • Die Alkoxycarbonylierung in Schritt b wird vorzugsweise bei einer Temperatur im Bereich von 60 bis 120 °C, weiterhin bevorzugt im Bereich von 65 bis 110 °C, besonders bevorzugt im Bereich von 70 bis 100 °C durchgeführt. Die Alkoxycarbonylierung in Schritt b wird weiterhin bevorzugt bei einem Kohlenmonoxiddruck von 10 bis 35 bar, vorzugsweise 12,5 bis 30 bar, besonders bevorzugt 15 bis 25 bar durchgeführt.
  • Die Alkoxycarbonylierung in Schritt b findet in einer geeigneten Reaktionszone statt. Die Reaktionszone für die Umsetzung umfasst mindestens einen Reaktor, kann aber auch aus zwei oder mehr Reaktoren bestehen, die parallel oder in Reihe geschaltet angeordnet sind. Der mindestens eine Reaktor kann insbesondere aus der Gruppe, bestehend aus einem Rührkesselreaktor, einem Schlaufenreaktor, einem Jet-Loop-Reaktor, einem Blasensäulenreaktor oder Kombinationen daraus, ausgewählt sein. Sind mehrere Reaktoren vorhanden können die Reaktoren gleich oder unterschiedlich voneinander sein.
  • Durch die oben beschriebene Alkoxycarbonylierung in Schritt b wird ein flüssiges Produktgemisch erhalten, das zumindest den durch die Alkoxycarbonylierung gebildeten Ester, das homogene Katalysatorsystem, sie nicht umgesetzte Di-isobutene 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en und nicht umgesetzten Alkohol umfasst. Zusätzlich kann das flüssige Produktgemisch leichtsiedende Nebenprodukte wie Dimethylether oder Ameisensäure und/oder hochsiedende Komponenten wie Ligandenabbauprodukte enthalten.
  • Das so erhaltene Produktgemisch wird dem nachfolgenden Schritt c zugeführt, um das homogene Katalysatorsystems aus dem flüssigen Produktgemisch abzutrennen. Vor dem Zuführen des Produktgemisch können bereits leichtsiedende Komponenten beispielsweise ein Teil des nicht umgesetzten Alkohols und/oder der leichtsiedenden Nebenprodukte abgetrennt werden. Der Alkohol kann zu Schritt b, also der Alkoxycarbonylierung zurückgeführt werden. Die leichtsiedenden Nebenprodukte können aus dem Verfahren im Sinne eines Purge ausgeschleust werden, damit sie sich nicht im Verfahren anreichern. Aus der Abtrennung des homogenen Katalysatorsystems wird ein Rohproduktgemisch erhalten, welches zumindest die durch die Alkoxycarbonylierung gebildeten Ester, nicht umgesetzte Di-isobutene und zumindest einen Teil der nicht umgesetzten Alkohole umfasst.
  • Die Abtrennung des homogenen Katalysatorsystems unter Erhalt des Rohproduktgemisches in Schritt c kann mithilfe verschiedener Trennverfahren erfolgen, beispielsweise mittels thermischer Trennung oder durch Membrantrennung. Entsprechende Verfahren sind dem Fachmann geläufig. Vorzugsweise erfolgt die Abtrennung des homogenen Katalysatorsystems in Schritt c im Rahmen der vorliegenden Erfindung vorzugsweise mittels Membrantrennung. Bei einer Membrantrennung fallen bekanntermaßen ein Retentat und ein Permeat an. Im Retentat wird sich das homogene Katalysatorsystem anreichern. Das Permeat stellt dann das bereits erwähnte Rohproduktgemisch dar und wird zum nachfolgenden Schritt d, der destillativen Aufarbeitung, geleitet.
  • Es ist erfindungsgemäße bevorzugt, dass das Retentat zur Alkoxycarbonylierung in Schritt b bzw. zur Reaktionszone, wo die Alkoxycarbonylierung durchgeführt wird, zurückgeführt wird. So kann das Katalysatorsystem wiederverwendet werden. Bei der bevorzugt kontinuierlichen Durchführung des beanspruchten Verfahrens entsteht so ein Katalysatorkreislauf, wo wenn überhaupt nur geringfügige prozessbedinge Katalysatorverluste ausgeglichen werden müssen. Sofern der Di-isobutenstrom, der Alkohol und das homogene Katalysatorsystem gemäß der bevorzugten Ausführungsform vor der Alkoxycarbonylierung in Schritt b insbesondere in einem geeigneten Mischbehälter vermischt werden wird, wird das Retentat zum Mischbehälter geführt. Bei der Rückführung des Retentats kann weiterhin ein Purgestrom, welcher inerte Alkane, leichtsiedende Nebenprodukte (bspw. Ether), mögliche Abbauprodukte des Katalysatorsystems oder andere Verunreinigungen wie beispielsweise Spuren von Wasser oder Stickstoff enthalten kann, entnommen werden, um eine Akkumulation in der oder den Reaktionszonen zu vermeiden.
  • Bei der Membrantrennung kann jedes geeignete Membranmaterial eingesetzt werden. Vorzugsweise wird bei der Membrantrennung in Schritt c des erfindungsgemäßen Verfahrens ein OSN-Membranmaterial (OSN = Organic Solvent Nanofiltration) eingesetzt. Ein solches Membranmaterial besteht vorzugsweise zumindest aus einer trennaktiven Schicht (auch: aktiven Trennschicht) und einer Unterstruktur, worauf sich die trennaktive Schicht befindet. Bevorzugt besteht das erfindungsgemäße Membranmaterial zumindest aus einer trennaktiven Schicht und einer Unterstruktur.
  • Das Membranmaterial, aus zumindest trennaktiver Schicht und einer Unterstruktur, sollte säurestabil sein, damit das Membranmaterial nicht durch die im flüssigen Produktgemisch befindliche Säure beschädigt wird. Der Begriff "säurestabil" meint im Rahmen der vorliegenden Erfindung, dass das Membranmaterial mindestens 300 h in Anwesenheit der Säure des Katalysatorsystems stabil ist und die Trennleistung erhalten bleibt.
  • Die Unterstruktur weist vorzugsweise eine poröse Struktur auf, die für das durch die trennaktive Schicht gelangte Permeat durchlässig ist. Die Unterstruktur hat eine stabilisierende Funktion und dient als Träger für die trennaktiven Schicht. Die Unterstruktur kann grundsätzlich aus jedem geeigneten porösen Material bestehen. Entsprechende Materialien sind dem Fachmann geläufig. Voraussetzung ist jedoch, dass das Material säure- und basenstabil ist. Die Unterstruktur kann auch aus dem gleichen Material bestehen wie die trennaktive Schicht. Bevorzugte Materialien für die Unterstruktur sind Kunststoffe wie Polypropylen oder einem PAEK-Polymer PAEK steht für Polyaryletherketon. Das PAEK-Polymer ist insbesondere PEEK (Polyetheretherketon), besonders bevorzugt ein PEEK-Polymer mit einem Sulfonierungsgrad von weniger als 20%, besonders bevorzugt mit einem Sulfonierungsgrad von weniger als 10%
  • Die erfindungsgemäße trennaktive Schicht besteht vorzugsweise aus einem PAEK-Polymer (Polyaryletherketon). PAEK zeichnet sich dadurch aus, dass innerhalb der Widerholungseinheit Arylgruppen abwechselnd über eine Etherfunktionalität und eine Ketonfunktionalität verknüpft sind. Eine erfindungsgemäß bevorzugte trennaktive Schicht besteht aus PEEK (Polyetheretherketon). Als trennaktive Schicht können insbesondere bevorzugt PEEK-Polymere mit einem Sulfonierungsgrad von weniger als 20%, besonders bevorzugt mit einem Sulfonierungsgrad von weniger als 10% eingesetzt werden. Die entsprechenden PEEK-Polymere und deren Herstellung sind in der WO 2015/110843 A1 beschrieben.
  • Die Membrantrennung in Schritt c wird vorzugsweise bei einer Temperatur im Bereich von 25 bis 100°C, weiterhin bevorzugt im Bereich von 30 bis 80°C und besonders bevorzugt im Bereich von 40 bis 70°C durchgeführt. Um das Produktgemisch auf die bei der Membrantrennung bevorzugte vorherrschende Temperatur zu bringen, kann das Produktgemisch gekühlt werden. Neben einer aktiven Kühlung unter Verwendung eines Kühlmediums, kann die Kühlung auch über einen Wärmetauscher erreicht werden, wodurch ein anderer Strom innerhalb des erfindungsgemäßen Verfahrens erhitzt wird.
  • Der Transmembrandruck (TMP) liegt bei der Membrantrennung in Schritt c vorzugsweise im Bereich von 10 bis 60 bar, weiterhin bevorzugt im Bereich von 15 bis 55 bar, besonders bevorzugt im Bereich von 20 bis 50 bar. Der permeatseitige Druck kann dabei oberhalb des atmosphärischen Drucks liegen und vorzugsweise bis 15 bar, vorzugsweise 3 bis 7 bar betragen. Aus der Differenz von TMP und permeatseitigem Druck ergibt sich der retentatseitige Druck. In einer bevorzugten Ausführungsform sollte bei den Druckverhältnissen und insbesondere beim permeatseitigen Druck darauf geachtet werden, dass der Druck in Abhängigkeit von dem eingesetzten Kohlenwasserstoff, dem eingesetzten Alkohol und der vorhandenen Temperatur so eingestellt wird, dass eine Verdampfung nach dem Durchtritt durch die Membran vermieden wird. Ein Verdampfen könnte zu einer instabilen Fahrweise führen.
  • Im anschließenden Schritt d erfolgt die destillative Aufarbeitung des Rohproduktgemisches bzw. des Permeats aus der Membrantrennung in mindestens einer Destillationskolonne zur Abtrennung der nicht umgesetzten Alkohole und der nicht umgesetzten Di-isobutene. Dabei wird ein Esterprodukt erhalten, welches die gebildeten Ester enthält. Das Esterprodukt enthält die aus dem Di-isobuten gebildeten Ester, also die 3,5,5-Trimethylhexansäurealkylester, wobei der Alkylrest je nach eingesetztem Alkohol 1 bis 4 Kohlenstoffatome umfasst.
  • Bei der destillativen Aufarbeitung des Rohproduktgemisches bzw. des Permeats in Schritt d fallen der nicht umgesetzte Alkohol und die nicht umgesetzten Di-isobutene am Kopf der mindestens einen Destillationskolonne an. Das Esterprodukt fällt folglich im Sumpf der mindestens einen Destillationskolonne an. Der Kopfstrom, der den in der mindestens einen Destillationskolonne abgetrennten nicht umgesetzten Alkohol und die nicht umgesetzten Di-isobutene enthält, wird zur Alkoxycarbonylierung in Schritt b zurückgeführt. Ist eine Vermischung der eingesetzten Komponenten vor der Alkoxycarbonylierung vorhanden, wird der Kopfstrom natürlich zur Vermischung geführt. Dadurch ist ein kontinuierlicher Betrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens unter höchstmöglicher Ausbeute möglich. Aus dem zurückgeführten Kopfstrom kann ein Purge abgezogen werden, um leichtsiedende Nebenprodukte aus dem Verfahren auszuschleusen.
  • Die destillative Aufarbeitung zur Abtrennung der nicht umgesetzten Alkohole und der nicht umgesetzten Di-isobutene in Schritt d kann in einer Destillationskolonne erfolgen. Denkbar wäre, dass die destillative Aufarbeitung zur Abtrennung der nicht umgesetzten Alkohole und der nicht umgesetzten Di-isobutene in Schritt d in mehreren Destillationskolonnen erfolgt. Dies würde aber einen deutlichen höheren apparativen Aufwand bedeuten. Bevorzugt ist deshalb, dass die destillative Aufarbeitung in Schritt d in einer einzigen Destillationskolonne erfolgt.
  • Der Druck in der Destillationskolonne bei der destillativen Aufarbeitung in Schritt d liegt vorzugsweise im Bereich von 0,3 bis 2 bar, weiterhin bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1 bar, besonders bevorzugt im Bereich 0,5 bis 0,7 bar. Die Temperatur im Sumpf der Destillationskolonne bei der destillativen Aufarbeitung in Schritt d liegt vorzugsweise im Bereich von 80 °C bis 160 °C. Die Temperatur am Kopf der Destillationskolonne bei der destillativen Aufarbeitung in Schritt d liegt vorzugsweise im Bereich von 30 bis 80 °C. Weiterhin ist es bevorzugt, dass das Rücklaufverhältnis in der Destillationskolonne zwischen 1 und 2 beträgt. Die Destillationskolonne für die Abtrennung in Schritt d umfasst vorzugsweise 10 bis 30 theoretische Stufen. Die Destillationskolonne kann dabei Hochleistungsstrukturpackungen enthalten. Entsprechende Hochleistungsstrukturpackungen sind dem Fachmann bekannt.
  • Der in Schritt b hergestellte und in Schritt d abgetrennte und ggf. aufgereinigte Ester wird dann in Schritt e einer Hydrolyse oder Verseifung unterworfen. Durch den dabei eingesetzten sauren Katalysator bzw. das dabei eingesetzte Verseifungsmittel wird die Estergruppe gespalten, wodurch eine Carbonsäure oder ein Carbonsäuresalz entsteht und der bei der Esterbildung in Schritt b angebundenen Alkohol zurückgewonnen werden kann. Es entsteht demnach bei der Verseifung ein Reaktionsgemisch, welches zumindest die Carbonsäure oder deren Salz, den abgespaltenen Alkohol und nicht umgesetzte Ester umfasst.
  • Der mit der Hydrolyse oder Verseifung in Schritt e zurückgewonnene Alkohol kann in einem nachfolgenden Prozessschritt aus dem entstandenen Gemisch abgetrennt und in die erste Reaktionszone zurückgeführt werden.
  • Die Hydrolyse ist eine bekannte chemische Reaktion, bei der ein Ester mit Hilfe eines sauren Katalysators in eine Carbonsäure unter Abspaltung eines Alkohols überführt wird. Die typischen Bedingungen bei der Hydrolyse sind dem Fachmann bekannt.
  • Die Hydrolyse in Schritt e findet in Anwesenheit eines sauren heterogenen oder homogenen Katalysators statt. Bekannte homogene Katalysatoren sind saure Verbindungen wie zum Beispiel Brönsted-Säuren, insbesondere HCl, H2SO4, Phosphorsäure, p-Toluolsulfonsäure und 4-Dodecylbenzolsulfonsäure, oder Lewis Säuren, insbesondere AlCl3, ZnCl2, HfCl4·2THF, Al(OTf)3. Bekannte heterogene Katalysatoren sind saure Verbindungen wie zum Beispiel Kationenaustauscher, saure H-Zeolithe, saure funktionalisierte Metalloxide mit Silica und Heteropolysäuren. Geeignete heterogene Katalysatoren sind insbesondere Amberlyst® 15, Amberlyte® IR 120 (H), HClO4-SiO2, 3-Propylsulfonsäure funktionalisierte Silica, Nafion®-SiO2, Aciplex®-SiO2, Cs2.5H0.5PW12O40, H-ZSM5, H-ZSM-5-C18, Z-beta-H-25, Z-beta-H-38, Z-beta-H-150, Z-beta-H-360, Z-Y-H-60, Z-Y-H-80 oder CZB 150 (BEA 150) (Fa. Clariant).
  • Das Reaktionsgemisch aus der Hydrolyse in Schritt e wird im nachfolgenden Schritt f in mindestens einem Trennverfahrensschritt ausgewählt aus der Gruppe, bestehend aus einer thermischen Trennung, beispielsweise Destillation, einer Extraktion, einer Kristallisation oder einer weiteren Membrantrennung, unterworfen, um die in Schritt e gebildete Carbonsäure oder deren Salz vom restlichen Reaktionsgemisch abzutrennen. Das Trennverfahren ist vorzugsweise eine Destillation. Die entsprechenden Verfahrensbedingungen sind dem Fachmann bekannt. Es kann auch eine mehrstufige Destillation durchgeführt werden.
  • Die Verseifung ist eine bekannte chemische Reaktion, bei der ein Ester mit Hilfe eines basischen oder enzymatischen Verseifungsmittels in ein Carbonsäuresalz unter Abspaltung eines Alkohols überführt wird. Die typischen Bedingungen bei der Verseifung sind dem Fachmann bekannt.
  • Die Verseifung in Schritt e findet in Anwesenheit eines Verseifungsmittels statt. Bekannte Verseifungsmittel sind basische Verbindungen wie Kaliumhydroxid, Kalium(hydrogen)carbonat, Natriumhydroxid, Natrium(hydrogen)carbonat oder Aminverbindungen. Möglich ist auch eine Verseifung mit einem enzymatischen Verseifungsmittel, insbesondere Esterasen.
  • Das Reaktionsgemisch aus der Verseifung in Schritt e wird im nachfolgenden Schritt f in mindestens einem Trennverfahrensschritt ausgewählt aus der Gruppe, bestehend aus einer thermischen Trennung, beispielsweise Destillation, einer Extraktion, einer Kristallisation oder einer weiteren Membrantrennung, unterworfen, um die in Schritt e gebildete Carbonsäuresalze vom restlichen Reaktionsgemisch abzutrennen. Das Trennverfahren ist vorzugsweise eine Destillation. Die entsprechenden Verfahrensbedingungen sind dem Fachmann bekannt. Es kann auch eine mehrstufige Destillation durchgeführt werden.
  • Zudem können in dem mindestens einen Trennverfahrensschritt auch der in Schritt b eingesetzte Alkohol abgetrennt und zur Reaktionszone zurückgeführt werden. Bei der Rückführung kann ein Purgestrom entnommen werde, um beispielsweise Nebenprodukte aus dem Verfahren auszuschleusen.
  • Die vorliegende Erfindung wird anhand der Abbildungen Fig. 1 und Fig. 2 näher erläutert. Die Zeichnungen zeigen spezielle Ausführungsformen und sollen den Erfindungsgegenstand nicht beschränken.
  • Fig. 1 zeigt eine Ausführungsform, bei der der Di-isobutenstrom (1) zur Destillationskolonne (2) in Schritt a geführt wird. Der Kopfstrom (3) ist gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en angereichert. Bei der Destillation fällt außerdem der Reststrom (4) an, der gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgereichert ist. Der Kopfstrom (3) wird nachfolgend zur Alkoxycarbonylierung (5) in Schritt b geführt, wodurch ein Produktgemisch (6) entsteht. Dieses Produktgemisch (6) durch die Katalysatorabtrennung (7) in Schritt c zum Rohproduktgemisch (8), welches in Schritt d einer Destillation (9) unterworfen wird. Dort fällt das Produkt (11) sowie die nicht umgesetzten Alkohole und das nicht umgesetzte 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en als Strom (10), welches zur Alkoxycarbonylierung (5) zurückgeführt wird. Das Produkt, also der 3,5,5-Trimethylhesansäurealkylester, wird dann zur Hydrolyse oder Verseifung (14) gefahren und dort zur Carbonsäure umgewandelt, die in der nachgeschalteten destillativen Auftrennung (15) als Strom (16) abgetrennt wird.
  • Fig. 2 betrifft eine weiter Ausführungsform, bei der zusätzlich eine Isomerisierung (12) vorhanden ist. Der eingesetzte Di-isobutenstrom (13) kann dabei zur Isomerisierung und/oder zur Destillation (2) geführt werden. Dies wird durch die gestrichelten Linien angedeutet. Der isomerisierte Strom (1) wird dann der Zulauf zur Destillation (2). Die Isomerisierung wird zudem mit dem Reststrom (4) aus der Destillation gespeist, um dort 2,4,4-Trimethylpent-2-en zumindest teilweise in 2,4,4-Trimethylpent-1-en umzuwandeln.
  • Die Erfindung wird nachfolgend anhand von Beispielen beschrieben. Diese dienen der Erläuterung und stellen keine Einschränkung des Erfindungsgegenstands dar.

Claims (15)

  1. Verfahren zur Herstellung einer Carbonsäure oder deren Salz, wobei das Verfahren zumindest die folgenden Schritte umfasst:
    a. Zuführen eines Di-isobutenstroms, der 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, zu mindestens einer Destillationskolonne und Auftrennen des Di-isobutenstroms in mindestens einen gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en angereicherten Kopfstrom, der mehr als 85 Gew.-% an 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, und einen Reststrom, der gegenüber dem eingesetzten Di-isobutenstrom an 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgereichert ist;
    b. Zuführen des Kopfstroms zu einer Alkoxycarbonylierung, wodurch 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en mit einem Alkohol und Kohlenmonoxid in Gegenwart eines homogenen Katalysatorsystems, welches zumindest ein Metall der Gruppe 8 bis 10 des Periodensystems der Elemente oder einer Verbindung davon, einen phosphorhaltigen Liganden und eine Säure umfasst, in einer Reaktionszone unter Erhalt eines flüssigen Produktgemisches umgesetzt werden, wobei das flüssige Produktgemisch zumindest den durch die Alkoxycarbonylierung gebildeten Ester, das homogene Katalysatorsystem, nicht umgesetztes 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en und nicht umgesetzten Alkohol umfasst;
    c. Abtrennen des homogenen Katalysatorsystems aus dem flüssigen Produktgemisch unter Erhalt eines Rohproduktgemisches, welches zumindest den durch die Alkoxycarbonylierung gebildeten Ester, nicht umgesetztes 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en und nicht umgesetzte Alkohole umfasst;
    d. Destillative Aufarbeitung des Rohproduktgemisches in mindestens einer Destillationskolonne zur Abtrennung der nicht umgesetzten Alkohole und das nicht umgesetzte 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en, wobei nicht umgesetzter Alkohol und das nicht umgesetzte 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en abgetrennt und zur Alkoxycarbonylierung in Schritt b zurückgeführt wird;
    e. Hydrolyse oder Verseifen des aus Schritt d erhaltenen Esters in Anwesenheit eines sauren Katalysators oder eines Verseifungsmittels unter Erhalt eines Reaktionsgemisches, welches zumindest die Carbonsäure oder deren Salz, den abgespaltenen Alkohol und nicht umgesetzte Ester umfasst; und
    f. Abtrennen der in Schritt e gebildeten Carbonsäure oder deren Salz in mindestens einem Trennverfahrensschritt, ausgewählt aus thermischer Trennung, beispielsweise Destillation, Extraktion, Kristallisation und Membrantrennung.
  2. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei der Reststrom in Schritt a als Sumpfstrom oder als Seitenstrom an der mindestens einen Destillationskolonne abgenommen wird.
  3. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei der Reststrom zu einer Isomerisierung geführt wird, bei der 2,4,4-Trimethylpent-2-en unter Verwendung eines heterogenen Katalysators auf Basis eines Zeoliths oder eines Ionenaustauscherharzes zumindest teilweise zu 2,4,4-Trimethylpent-1-en isomerisiert wird.
  4. Verfahren nach Anspruch 3, wobei aus der Isomerisierung ein Isomerisierungsstrom erhalten wird, in dem der Anteil des 2,4,4-Trimethylpent-2-ens geringer und der Anteil des 2,4,4-Trimethylpent-1- höher ist als im Reststrom.
  5. Verfahren nach Anspruch 4, wobei der Isomerisierungsstrom zumindest teilweise zur Destillation in Schritt a geführt wird.
  6. Verfahren nach einem der Ansprüche 3 bis 5, wobei ein Einsatzstrom, mit dem das Verfahren gespeist wird und der 2,4,4-Trimethylpent-2-en und 2,4,4-Trimethylpent-1-en enthält, zusätzlich zum Isomerisierungsstrom zur Destillationseinheit in Schritt a und/oder zusätzlich zum Reststrom zur Isomerisierung geführt wird.
  7. Verfahren nach einem der Ansprüche 3 bis 6, wobei die Isomerisierung bei einer Temperatur von 25 bis 90 °C, vorzugsweise 30 bis 80 °C, besonders bevorzugt 35 bis 70 °C durchgeführt wird.
  8. Verfahren nach einem der Ansprüche 3 bis 7, wobei das Zeolith ein Si : Al Verhältnis im Bereich von 40 : 1 bis 200 : 1 aufweist.
  9. Verfahren nach einem der Ansprüche 3 bis 8, wobei das Zeolith aus der Gruppe der beta- und gamma-Zeolithe ausgewählt wird.
  10. Verfahren nach einem der Ansprüche 3 bis 7, wobei als lonenaustauscherharz solche eingesetzt werden, die durch die Sulfonierung von Phenol/Aldehyd-Kondensaten oder durch die Sulfonierung von Copolymeren von aromatischen Vinylverbindungen hergestellt werden.
  11. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei die Alkoxycarbonylierung in Schritt b bei einer Temperatur von 60 bis 120 °C, vorzugsweise 65 bis 110 °C, besonders bevorzugt 70 bis 100 °C durchgeführt wird.
  12. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei die Alkoxycarbonylierung in Schritt b bei dem Kohlenmonoxiddruck von 10 bis 35 bar, vorzugsweise 12,5 bis 30 bar, besonders bevorzugt 15 bis 25 bar durchgeführt wird.
  13. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei der Alkohol ein einwertiger Alkohol mit 1 bis 4 Kohlenstoffatomen, insbesondere Methanol, Ethanol, Propanol oder Butanol ist.
  14. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei die Abtrennung des homogenen Katalysatorsystems in Schritt c mittels Membrantrennung erfolgt.
  15. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, wobei der Di-isobutenstrom, der Alkohol und das homogene Katalysatorsystem, zunächst in einem Mischbehälter vermischt werden, bevor sie in die Reaktionszone geleitet werden.
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